1、0化工原理課程設計任務書化工原理課程設計任務書一一 設計題目：設計題目：分離乙醇水連續浮閥式精餾塔的設計二二 原始數據及條件原始數據及條件生產能力：年處理乙醇-水混合液 20 萬噸（開工率 300 天/年） 原料：乙醇含量為 20%（質量百分比，下同）的常溫液體 分離要求：塔頂乙醇含量不低于 95%塔底乙醇含量不高于 0.2%建廠地址：吉林地區一一 設計題目設計題目 乙醇水二元物系浮閥式精餾塔的設計二設計條件二設計條件(1)原料來自原料罐，溫度 20，乙醇含量 52%（質量分率） ；原料處理量為 1100kg/h。(2)產品組成：乙醇含量 91%（質量分率） 。(3)釜液組成：乙醇濃度0.04

2、%（質量分率） 。(4)塔頂壓力： 。(5)精餾塔進料狀態為泡點進料。(6)塔釜為飽和蒸汽直接加熱。三設計內容三設計內容(1)確定工藝流程。(2)精餾塔的物料衡算。(3)塔板數的確定。(4)精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算。(5)精餾塔塔體工藝尺寸的計算。(6)塔板板面布置設計。(7)塔板的流體力學驗算與負荷性能圖。(8)精餾塔接管尺寸計算。(9)塔頂全凝器工藝設計計算和選型。(10)進料泵的工藝設計計算和選型。(11)帶控制點的工藝流程圖、塔板板面布置圖、精餾塔設計條件圖。(12)設計說明書。1摘摘 要要化工生產常需進行液體混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物

3、中各組分揮發度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達到輕重組分分離的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業生產中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數是非常重要的。塔設備是化工、煉油生產中最重要的設備類型之一。本次設計的篩板塔是化工生產中主要的氣液傳質設備。此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程，該設計方法被工程技術人員廣泛的采用。精餾設計包括設計方案的選取，主要設備的工藝設計計算物料衡算 xF=0.254 xD=0.788 xW=0.0020 F=100kmolh 實際塔板

4、數精餾段 22 塊，提餾段 7 塊。工藝參數的選定泡點進料、泡點回流。設備的結構設計和工藝尺寸的設計計算塔高為 11.35m,篩孔數目為 3425 個，輔助設備的選型，工藝流程圖，主要設備的工藝條件圖等內容。通過對精餾塔的運算，可以得出精餾塔的各種設計如塔的工藝流程、生產操作條件及物性參數是合理的，各種接管尺寸是合理的，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。關鍵詞：乙醇；水；精餾段；提餾段；篩板塔。2第一章第一章 前言前言化工生產中所處理的原料中間產品幾乎都是由若干組分組成的混合物，其中大部分是均相混合物。生產中為滿足要求需將混合物分離成較純的物質。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體

5、混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑的驅動下（有時加質量劑） ，使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發度的不同，使易揮發組分由液相向氣相轉移，難揮發組分由氣相向液相轉移，實現原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳質、傳熱的過程。在本設計中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優點是結構簡單造價低。合理的設計和適當的操作篩板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高采用篩板可解決堵塞問題適當控制漏液。篩板塔是最早應用于工業生產的設備之一，五十年代之后通過大量的工業實踐逐步改進了設計方法和結構，近年來與浮閥塔一起成為化工生中主要的傳質設

6、備。為減少對傳質的不利影響，可將塔板的液體進入區制成突起的斜臺狀這樣可以降低進口處的速度使塔板上氣流分布均勻。篩板塔多用不銹鋼板或合金制成，使用碳鋼的比率較少。它的主要優點是：結構簡單，易于加工，造價為泡罩塔的 60 左右，為浮閥塔的 80%左右；在相同條件下，生產能力比泡罩塔大 20%40%；塔板效率較高，比泡罩塔高 15%左右，但稍低于浮閥塔；氣體壓力降較小，每板降比泡罩塔約低 30%左右。缺點是：小孔篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液；操作彈性較小（約 23） 。蒸餾是分離均相混合物的單元操作，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產過程的主要單元操作。精餾是典型的化工

7、操作設備之一。進行此次課程設計的目的是為了培養綜合運用所學知識,來解決實際化工問題的能力,做到能獨立進行化工設計初步訓練，為以后從事設計工作打下堅實的基礎。3第二章第二章 緒論緒論2.12.1 設計方案設計方案本設計任務為分離乙醇-水混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷凝器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。圖 2-1 流程圖2.22.2 選塔

8、依據選塔依據篩板塔是現今應用最廣泛的一種塔型，設計比較成熟，具體優點如下：（1）結構簡單、金屬耗量少、造價低廉.4（2）氣體壓降小、板上液面落差也較小.（3）塔板效率較高.改進的大孔篩板能提高氣速和生產能力，且不易堵塞塞孔2.32.3 設計思路設計思路 1、精餾方式的選定2、操作壓力的選取3、加料狀態的選擇4、加熱方式的選擇5、回流比的選擇6、冷凝方式及介質選擇7、塔的選擇 圖 2-2 設計思路1、本設計采用連續精餾操作方式。2、常壓操作。3、泡點進料。4、間接蒸汽加熱。5、選 R=(1.1-2.0)Rmin。6、塔頂選用全凝器。7、選用篩板塔，其突出優點是結構簡單，造價低，制造方便；生產能力

9、5化工原理課程設計吉林化工學院6第三章第三章 塔板的工藝設計塔板的工藝設計3.13.1 精餾塔全塔物料衡算精餾塔全塔物料衡算F：進料量（kmol/s） ：原料組成（摩爾分數，下同）FxD：塔頂產品流量（kmol/s） ：塔頂組成DxW：塔底殘液流量（kmol/s） ：塔底組成Wx41/ 4621.3841/ 4659/1890/ 4677.8890/ 46 10/183.5/ 461.403.5/ 4696.5/1815000.2138/ 461 0.2138 /18F=20/=0.01737kmol/s3600F=D+WFFDWxxx原料乙醇組成：塔頂組成： 塔底組成： 進料量： 萬噸年物料

10、衡算式為： D=0.004538kmol/s, w=0.01283kmol/sxFxDxWDW聯立代入求解：3.23.2 常壓下乙醇常壓下乙醇- -水氣液平衡組成與溫度關系水氣液平衡組成與溫度關系溫度 液相組成 氣相組成 /% /%xy100 0 095.5 1.90 17.0089.0 7.21 38.9186.7 9.66 43.7585.3 12.38 47.0484.1 16.61 50.89溫度 液相組成 氣相組成 /% /%xy82.7 23.37 54.4582.3 26.08 55.8081.5 32.73 59.2680.0 39.65 61.2279.8 50.97 65.

11、6479.7 51.98 65.99溫度 液相組成 氣相組成 /% /%xy79.3 57.32 68.4178.74 67.63 73.8578.41 74.72 78.1578.15 89.43 89.431溫度利用表中數據用插值法求得化工原理課程設計吉林化工學院7：= =81.71tF84.1 82.716.623.3782.716.623.37FttF ：= =30.98tD78.1578.4189.4374.7278.1577.8889.43DttD ：= =96.68tW10095.50 1.901001.400WttW精餾段平均溫度 =79.76t12FDtt81.71 78.3

12、52提餾段平均溫度 =89.20t22Fwtt81.71 96.6822密度已知：混合液密度 依式 =（a 為質量分數，為平均L1BBAAaaM相對分子質量）混合汽密度 依式 0022.4vT pMT塔頂溫度：=78.35Dt氣相組成： =80.7578.41 78.1578.2578.1578.1589.4310089.43DyDy進料溫度：=81.71Ft氣相組成： =30.9882.3 81.582.3 81.7126.0832.7326.08 100FyFy塔府溫度：=96.68wt氣相組成： =12.5410095.510096.68017.000100wywy 精餾段：液相組成：

13、1x1/2DFxxx149.63x 氣相組成： 1y1/ 2DFyyy155.87y 化工原理課程設計吉林化工學院8所以 1146 0.4963 181 0.496332.08/46 0.5587 181 0.558733.64/LVMkg kmolMkg kmol提餾段液相組成： 2x2/2wFxxx211.39x 氣相組成： 2y2/2wFyyy221.76y 所以 2246 0.1139 181 0.113921.19/46 0.2176 181 0.217624.09/LVMkg kmolMkg kmol表 3-2 不同溫度下乙醇和水的密度 ：溫度/3/ckg m3/wkg m溫度/3

14、/ckg m3/wkg m80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在與下的乙醇和水的密度（單位：）3/kg m3F90859081.1781.17733.29/724730724CFCFtCkg m 390859081.71970.71/965.3968.6965.3WFWFkg m 310.411 0.41856.95/733.29970.71FFkg m 3D90859078.3578.35737.98/724730724CDCDtCkg m 390859078.35972.99/965.3968.6965.3WDWDkg

15、 m 310.901 0.90756.25/737.98972.99DDkg m 3W90859096.6896.68715.98/724730724WCCwtCkg m 化工原理課程設計吉林化工學院9390859096.68960.89/965.3968.6965.3WWWWkg m 310.0351 0.035949.52/715.98960.89WWkg m 所以 3132865.95756.25806.6/22949.52856.95903.24/22FDLFWLkg mkg m4611839.81/LDDDMxxkg kmol4611823.99/LFFFMxxkg kmol4611

16、818.39/LWWWMxxkg kmol141.4820.4931.9/22LDLFLMMMkg kmol239.8123.9921.19/22LWLFLMMMkg kmol4611840.61/VDDDMyykg kmol4611826.67/VFFFMyykg kmol4611821.51/VWWWMyykg kmol140.6126.6733.64/22VDVFVMMMkg kmol221.5126.6724.09/22VWVFVMMMkg kmol26.67 273.150.9222.4273.1581.71VF40.61 273.151.4122.4273.1578.35VD21.

17、51 273.150.7122.4273.1596.68VW化工原理課程設計吉林化工學院10310.92 1.411.17/2Vkg m320.920.710.82/2Vkg m2混合液體表面張力二元有機物-水溶液表面張力可用下列各式計算 1/41/41/4mswwsoo 注：0000000wwwwwwwx Vx Vx Vx Vx Vx V 000/swswwwsssx VVx VV 2/3/2/3lg0.441q woowwwVqBQVTq , 2lg1swswsosoABQA , , 式中下角標，w,o,s 分別代表水、有機物及表面部分；xw、xo 指主體部分的分子數，Vw、Vo 主體部分

18、的分子體積，w、o 為純水、有機物的表面張力，對乙醇q = 2。 4662.33737.98ccDcDmVmL4664.25715.98ccWcWmVmL4662.73733.29ccFcFmVmL1818.54970.71wwFwFmVmL1818.50972.99wwDwDmVmL化工原理課程設計吉林化工學院111818.73960.89wwWwWmVmL由不同溫度下乙醇和水的表面張力溫度/708090100乙醇表面張力/10-3N/m21817.1516.215.2水表面張力/10-3N/m264.362.660.758.8求得在下的乙醇和水的表面張力（單位：10-3Nm-1）,DFWt

19、tt乙醇表面張力：908016.2 17.1516.999081.7116.2cFcF , 807017.15 1818.508078.3517.15cDcD , 1009015.2 16.218.5210096.6815.2cWcW , 水表面張力： 908060.762.662.289081.7160.7wFwF , 807062.664.362.888078.3562.6wDwD , 1009058.860.759.4310096.6858.8wWwW , 塔頂表面張力：2211DwDwDcDDwDDwDDwDxVx VxVx V21 0.7788 18.500.7788 62.32 1

20、 0.7788 18.500.7788 62.320.00662lglg0.00662.1805wDcDB 化工原理課程設計吉林化工學院122/32/30.4410.7626cDcDwDwDVqQVTq 2.18050.76262.9431ABQ 聯立方程組： 2lg1swDswDscDscDA , 代入求得： 0.967swDscD=0. 033 , 1/41/41/40.03362.880.96717.2918.18DD , 原料表面張力：2211FwFwFwFFwFFwFFwFxVx VxVx V21 0.2138 18.540.2138 18.541 0.2138 18.540.213

21、8 18.540.56602lglg0.56600.2472wFcFB 2/32/30.4410.7510oowwVqQVTq 0.24720.75100.9982ABQ 聯立方程組： 2lg1swFswFscFscFA , 代入求得： 0.7294swFscF=0. 2706 , 1/41/41/40.270662.280.729416.9925.22FF , 塔底表面張力：22c11WwWwWWWwWWwWFwWxVx VxVx V21 0.014 18.730.014 64.251 0.014 18.730.014 64.2519.58化工原理課程設計吉林化工學院132lglg19.58

22、1.292wWcWB2/32/30.4410.645cWcWwWwWVqQVTq 1.2920.6450.647ABQ聯立方程組：2lg1swWswWscWscWA , 代入求得： 0.159swWscW=0. 841 , 1/41/41/40.84159.430.15964.2560.18WW , （1）精餾段液相表面張力：=（25.22+18.18）/2=25.5312/)(DF（2）提餾段液相表面張力：（25.22+60.18）/2=43.5222/ )(WF3混合物的黏度=79.76查表得： =0.3565mPa.s =0.3828 mPa.st1水醇=89.20查表得： =0.320

23、2mPa.s =0.4282 mPa.st2水醇精餾段黏度：11110.3828 0.49630.35651 0.49630.3696xxmPa s醇水 提餾段黏度：22210.4282 0.11390.32021 0.11390.3325xxmPa s醇水 5相對揮發度由 =0.3098 =0.2138yFxF得：F0.30981 0.30980.21381 0.21381.65由 =0.8075 =0.7788yDxD化工原理課程設計吉林化工學院14D0.80751 0.80750.77881 0.77881.19由 =0.1254 =0.0140yWxWW0.12541 0.12540.

24、01401 0.014010.10（1）精餾段相對揮發度 11.65 1.191.422（2）提餾段相對揮發度 21.65 10.105.8823.33.3 理論塔的計算理論塔的計算理論板：指離開此板的氣液兩相平衡，而且塔板上液相組成均勻。理論板的計算方法：可采用逐板計算法，圖解法，在本次實驗設計中采用逐板計算法。由=1.42 q=0.971精餾段相平衡方程：1.420.42yxyq 線方程：327.1311Fxqyxxqq 兩方程聯立得： 0.1804x 0.2381y minmin0.77880.23811.7280.2381 0.18041.52.592DqqqxyRyxRR精鎦段操作線

25、方程：2.5920.77880.9210.062113.5923.5920.21380.0140.77880.014113.5920.034.1420.77880.21380.77880.2138DFWDWDFDFxRyxxxRRxxxxRRqxxxx 提鎦段操作線方程：4.1420.0140.80040.00317315.1424.142WxRyxxxRR提鎦段相平衡方程：25.88,5.884.88yxy化工原理課程設計吉林化工學院15113.592*0.21380.03*0.77880.21253.5920.97FDfRxqxxRq（為操作點的橫坐標）fx采用逐板計算法計算理論板數：精餾

26、段相平衡方程： （a）1.420.42yxy精鎦段操作線方程： （b）0.9210.062yx提鎦段相平衡方程： （c）5.884.88yxy提鎦段操作線方程： （d）0.80040.003173yx理論板數的計算：現交替使用（a） （b）方程，計算如下：112233445566778899100.77880.71260.71830.64230.65360.57060.58750.50070.52310.43580.46340.37820.41030.32540.36160.28520.32470.2529Dyxxyxyxyxyxyxyxyxyxy 相平衡1011110.29490.22760

27、.27160.20800.2152fxyxx 以下交替使用提鎦段方程（c） （d） ，計算如下：121213130.16330.03210.02250.00390.014wyxyxx 所以總理論板數為 13 塊，精餾段理論板數為 10 塊，第 11 塊為加料板，提鎦段為 2 塊。實際板數計算：板效率可用奧康奈爾公式：計算。0.2450.49TLE（1）精餾段已知 11.420.3696Lmpa s 化工原理課程設計吉林化工學院16=0.49=057 =17 塊ET0.245(1.42 0.3696)P精ENTT100.57（2）提餾段已知 25.880.3325Lmpa s =0.49=0.4

28、16 =21 塊TE0.245(5.88 0.3325) 提ENTT90.416全塔所需實際塔板數：= + =17+21=38 塊NPP精 提全塔效率：13 138TTPNEN%=31.6%加料板位置在第 43 塊塔板3.43.4 塔徑的初步設計塔徑的初步設計1.氣、液相體積流量計算根據 x-y 圖查圖計算，或由解析法計算求得：min1.728R取 min1.51.5 1.7282.592RR（1）精餾段 2.592 0.0045380.0526/12.592 10.0045380.0571/LR Dkmol sVRDkmol s則質量流量：111132.08 0.05261.687/33.6

29、4 0.05711.921/LVLM Lkg sVM Vkg s則體積流量：3311131111.6872.09 10/806.61.9211.64/1.17SLSVLLmsVVms（2）提餾段 q=0.970.05260.97 0.017370.0694/LLqFkmol s10.0519/VVqFkmol s化工原理課程設計吉林化工學院17則質量流量：222221.19 0.06941.471/24.06 0.05191.251/LVLMLkg sVM Vkg s則體積流量：3322232228.499.10 10/932.503.254.06/0.80SLSVLLmsVVms2.精餾段有

30、=(安全系數)，安全系數=0.60.8，uumaxVVLcumax式中可由史密斯關聯圖查出c橫坐標數值為 11223112.06 1010.0331.641807.6()()1.17SSLVLV取板間距 則-mHT45. 0mHL07. 0HTmHL38. 0查圖可知 075. 020c=c0.20.2201(0.0750.08943.52)()2020cmax903.240.820.0892.950.82u=0.7=0.7 uumax2.95 2.07114 1.520.973.14 2.074SmVDu圓整 塔截面積 1.2mD220.7854TmAD實際空塔氣速為 =這里1u1.521.

31、52/1m s3.提餾段橫坐標數值為 076. 006. 41016. 911)80. 050.932()(2132111VLVLSS化工原理課程設計吉林化工學院18取板間距 則-mHT45. 0mHL07. 0HTmHL38. 0查圖可知 08. 020c=c094. 008. 01()2089.44()202 . 02 . 020csmu/208. 380. 080. 050.932094. 0max=0.7=0.7 uumaxsm/24. 2208. 3muVDS52. 124. 214. 306. 442224圓整 塔截面積 mD2mDAT2214. 34實際空塔氣速為 =2usm/2

32、9. 114. 306. 43.53.5 溢流裝置溢流裝置1. 堰長lW取=0.65=0.65 1.2=0.78mlWD本設計采用平直堰，設出口堰不設進口堰，堰上液高度按下式計算hOW=(近似取 E=1)hOW)(32100084. 2lLwhE（1）精餾段：=hOW2332.840.00610003600 2.06 10()1.3m堰高 =0.07-0.010=0.060mhhhOWLw（2）提餾段：=hOW2332.840.007410003600 9.10 10()1.3m化工原理課程設計吉林化工學院19堰高 =0.07-0.024=0.046mhhhOWLw2. 弓降液管的寬度和橫截面

33、積查圖得 =0.1240721. 0AATFDWD則 2226. 014. 30721. 0mAFmWD248. 02124. 0驗算降液管內停留時間精餾段： 30.226 0.4549.372.06 10s提餾段：30.226 0.4511.189.10 10s停留時間5s 故降液管可以使用3.降液管底隙高度（1）精餾段：取降液管底隙流速 ,則smu/13. 00m 取0122. 013. 03 . 11006. 23010ulLhWS00.01hm（2）提餾段：取降液管底隙流速 ,則smu/13. 00m 取054. 013. 03 . 11010. 93010ulLhWS00.05hm3

34、.63.6 塔板的塔板的分布、浮閥數目及排列分布、浮閥數目及排列1. 塔板的分塊本設計塔徑 D=1.2m，故塔板采用分塊式，以便通過入孔裝拆塔板。2.浮閥數目及排列（1）精餾段：取閥孔動能因子 F0=12，孔速為：01u=11.09001V1Fu121.23m/s化工原理課程設計吉林化工學院20每層塔板上的浮閥數目為：=31 個12001VNd u4S20.36880.03911.090. 785（）取邊緣區寬度 Wc=0.03m，破沫區寬度 Ws=0.05m。計算塔板上的鼓泡區面積，按式計算2221aRA2sin180Rxx Rx其中： DSD0.8W +W0.1090.050.24122x

35、m（）=cD0.8RW0.030.3722m所以：=0.329aA2223.14 0.370.24120.2410.370.241sin1800.37arc2m塔的直徑小于 1m，采用整塊式塔板，多采用正三角形叉排取同一個橫排的孔心距t=0.075m，則排間距：=0.137matAtN0.32932 0.075取t=0.075m，=0.13m 以正三角形叉排方式作圖，排得閥數目為 33 個。t 按 N=34，重新核算孔速及閥孔動能因子：=9.0801u20.36883.140.039334（）m/s =9.08=10.2301F1.27閥動能因子變化不大，仍在 913 范圍內。塔板開孔率=8.

36、08%01u100%u0.734100%9.08（2）提餾段：取閥孔動能因子=11，孔速為：0F02u=11.6V002Fu110.90m/s每層塔板上的浮閥數目為：=26 個s22002VNd u420.3660.7850.03911.6（）化工原理課程設計吉林化工學院21取 t=0.075m則排間距：atAtN0.16926 0.075m0. 329=同上取=150mm，則排得閥數目為 29 個。t按 N=29，重新核算孔速及閥孔動能因子：s20222V0.366u10.57m/s0.7850.03929d N402F10.570.9010.02閥動能因子變化不大，仍在 913 范圍內。塔

37、板開孔率02u0.729100%=6.90u10.57化工原理課程設計吉林化工學院22第四章第四章 塔板的流體力學驗算塔板的流體力學驗算4.14.1 氣相通過浮閥塔板的壓降氣相通過浮閥塔板的壓降根據，計算。pclhh +hhLpph g 1.精餾段：（1）干板阻力：1.8251.8250c173.173.1u9.377m/s1.23V因，故01u0c1u22V101c1L11.2310.87uh5.345.340.05m2g2 9.8 828.97（2）板上充氣液層阻力：取則0L0.5h0.07m，l0Lhh0.5 0.070.035m （3）液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計，因

38、此與氣體流經塔板的壓降相當的液體高度為：pc11hh +h0.050.0350.085m1L1p1ph g=0.085 828.97 9.8=690.53Pa2.提餾段：（1）干板阻力：1.8251.8250c273.173.1u11.87m/s0.80V因，故02u0c2u22V02cL0.8013.42uh5.345.340.0421m2g2 9.8 932.50（2）板上充氣液層阻力：取則0L0.5h0.07m，20Lhh0.5 0.070.035mL （3）液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經塔板的壓降相當的液體高度為：p2h0.0421 0.0350.077

39、1m化工原理課程設計吉林化工學院23=693.67pa2L2p2ph g=0.0771 932.50 9.8p4.24.2 淹塔淹塔為了防止淹塔現象的發生，要控制降液管高度，dTwHHh即dpLh +hhdH 1.精餾段：（1）單層氣體通過塔板的壓降相當的液柱高度： =0.085mph（2）液體通過降液管的壓頭損失：2231d02.06 10h0.1530.1530.00261.3 0.0122swLml h（3）板上液層高度，則Lh0.07mdpLh +h +h0.0850.00260.070.1576dHm取，已選定0.50.450.060TwHmhm，則T0.50.0450.0600.2

40、25TwHhm可見，所以符合防止淹塔的要求。11dTwHHh2.提餾段：（1）單層氣體通過塔板的壓降相當的液柱高度：p2h0.0771m（2）液體通過降液管的壓頭損失：223d209.10 10h0.1530.1530.00261.3 0.054swLml h（3）板上液層高度，則Lh0.07md2pLdh +h +h0.0771 0.00260.070.1497Hm取，已選定0.50.45 ,0.046TwHm hm則，20.50.450.0460.248TwHhm可見，所以符合防止淹塔的要求。d2H2TwHh4.34.3 物沫夾帶物沫夾帶泛點率：=1.36100%sVVsLLVFbL ZK

41、C A化工原理課程設計吉林化工學院24板上液體流經長度：=LZ222 0.2481.504dDWm 板上液體流經面積：223.142 0.2262.688bTFAAAm 取物性系數K=1.0，泛點負荷系數=0.103FC(1)精餾段： 1111111.36100%VsSLLVFbVL ZKC A泛點率=31.232.651.36 2.06 101.504828.97 1.2338.42%1.0 0.103 2.688對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應控制泛點率不超過 80%，由以上計算知，物沫夾帶能夠滿足0.11（液/氣）的要求。ve(2)提餾段：取物性系數K=1.0，泛點負荷系數=0.101

42、則FC泛點率1.36100%VssLLVFbVL ZKC A34.060.81.36 9.1 101.504932.500.850.68%1.0 0.101 2.688由以上計算知，符合要求。4.44.4 塔板負荷性能圖塔板負荷性能圖1. 物沫夾帶線泛點率1.36100%VsSLLVFbVL ZKC A=據此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線。按泛點率 80%計算。（1）精餾段1.171.36 0.752806.6 1.171.0 0.103 0.671SSVL0. 8=化工原理課程設計吉林化工學院25整理得：0.0550.03811.023SSSSVLVL , 即=0. 062-20. 23由上

43、式和物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個 Ls 值，可算出Vs。（2）提餾段0.821.36 0.752930.240.821.0 0.101 0.671SSVL0. 8=整理得：0.0540.02971.203SSSSVLVL , 即=0. 723-25. 25在操作范圍內，任取若干個，算出相應的值。SLSV計算如圖表示：(/s)SL3m0.00060.00150.00300.0045(/s)SV3m1.4111.3401.2501.173由上述數據即可作出物沫夾帶線精餾段提餾段3/SLcms3/SVcms3/SLcms3/SVcms0.0020.620.0020.670.010.460

44、.010.472. 液泛線根據pLclLh +h +hh +h +h +h +hTwddHh確定液泛線，由于很小，故忽略式中的hh 22/3200036002.845.340.153121000vssTwwLwwuLLHhhEgl hl其中 0204sVud N（1）精餾段：22/321112241.170.2535.34402.371.50.0560.892 9.8 0.7851400.039806.6SSSVLL化工原理課程設計吉林化工學院26整理得： 222/31110.455634596.155.88SsSVLL在操作范圍內任取兩個值，可求出與之對應的值，計算結果列于表 4-sLsV3

45、：SL0.00050.00080.00100.0013SV0.6960.6960.6930.683由上表數據即可作出液泛線。（2）提餾段：222/32222240.820.2495.3431223.166.922 9.8 0.7851200.039903.24SSSVLL整理得：222/322273.24 12703.75343.68SSSVLL 在操作范圍內任取兩個值，可求出與之對應的值，計算結果列于表sLsV4-4：2SL0.00050.00080.00100.00132SV0.6350.6140.5920.569由上表數據即可作出液泛線。3. 液相負荷上限線液體的最大流量應保證其在降液管

46、中停留的時間不低于 35s。液體在降液管中停留的時間由下式：3 5FTsA HsL 以作為液體在降液管內停留時間的下限，則：5s3max0.057 0.45()0.005/5FTsA HLms據此可作出與氣體流量無關的垂直的液相負荷上限線。4. 漏液線對于型重閥，依作為規定氣體最小負荷的標準，則1F05F 由知：2004sVd Nu化工原理課程設計吉林化工學院27（1）精餾段：231 min3.145()0.0391400.77/41.17SVms（2）提餾段： 232min3.145()0.0391200.79/40.82SVms據此可作出與液體流量無關的漏液線。5.液相負荷下限線取堰上液層

47、高度作為最小液體負荷標準，做出液相負荷下0.006owhm限線，該線為與氣相流量無關的豎直線。由式： 2/3min36002.840.0061000swLEl取E=1. 0則： 3/23min0.006 10000.001/2.84 1.03600wSlLms據此可作出與氣體流量無關的垂直的液相負荷下限線。根據以上 1-5 數據作出塔板負荷性能圖精餾段精餾段塔板負荷性能圖00.70.800.00050.0010.00150.0020.0025Ls/m/sV/m/s液沫夾帶線液泛線漏液線液相負荷上限線液相負荷下限線化工原理課程設計吉林化工學院28提餾段提餾段負

48、荷性能圖00.8100.00050.0010.00150.0020.0025Ls/m/sVs/m/s液沫夾帶線液泛線漏液線液相負荷上限線液相負荷下限線由塔板負荷性能圖可以看出：1. 在任務規定的氣液負荷下的操作點 p（設計點）處在適宜的操作區內的適中位置。2. 塔板的氣相負荷上限完全由液沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。3. 按固定的液氣比，由圖查出塔板的氣相負荷上限。 3max5.52 6.4/SVms氣相負荷下限。 3min1.29 1.72/SVms所以，精餾段操作彈性=5.52/1.29=4.28 。 提留段操作彈性=6.4/1.72=3.72 。化工原理課程設計吉林化

49、工學院29第五章第五章 塔塔附件設計附件設計5.15.1 接管接管1. 進料管進料管的結構類型很多，有直管進料管，彎管進料管，T 型進料管。本設計采用直管進料管，管徑計算如下： 41.5/852.2615000.0003303600 852.264 0.00033016.83.14 1.5SFLSVDum suVDmm , 取 , 查標準系列選取 2532.回流管采用直管回流管，取1/Rum s4 0.3131/753.140.018818.83.14 1.5Rdmmm查表取 2533.塔底出料管取 ，直管出料1.5/Wum s4 0.008438 18.34/950.750.011811.8

50、3.14 1.5Wdmmm查表取 2534.塔頂蒸氣出料管化工原理課程設計吉林化工學院30直管出氣，取出口氣速為：u=20 m/s 則：44 0.36880.1533153.33.14 20VDmmmu查表取 21964. 塔底進氣管采用直管進氣，取出口氣速為：u=22 m/s 則：44 0.366145.63.14 22VDmmu查表取 21965. 法蘭由于常壓操作，所以法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用法蘭。進料管接管法蘭：Pg6Dg70HG5010-58回流管法蘭：Pg6Dg60HG5010-58塔底出料管法蘭：Pg6Dg80HG5010-58塔頂蒸氣管法蘭：Pg6

51、Dg500HG5010-58塔釜蒸氣進氣法蘭：Pg6Dg550HG5010-585.25.2 筒體與封頭筒體與封頭1.筒體1.05 6 8000.22.442 1250 0.9mm 壁厚選 3mm，所用材質為 A32.封頭選用封頭取封頭高度為 0.35m。800 3gD ，JB1154-73。5.35.3 除沫器除沫器當空塔氣速較大，塔頂帶液現象嚴重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續設備的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、絲網除沫器以及程流除沫器。本設計采用絲網除沫器，其具有比表面積大、重量輕、效率較高、空隙大及使用方便等優

52、點。化工原理課程設計吉林化工學院31設計氣速選取：0.107LVVuKK 系數802.7 1.270.1072.69/1.27um s除沫器直徑： 44 0.36880.423.14 2.69SVDmu選取不銹鋼除沫器 類型：標準型；規格：40-100；材料：不銹鋼絲（1Gr18Ni9Ti） ；絲網尺寸：圓絲 裙座裙座塔底采用裙座支撐，裙座的結構性能好，連接處產生的局部阻力小，所以它是塔設備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內徑300mm，故裙座壁厚取 12mm。基礎環內徑： 38002 120.2 0.410424biDmm 基礎環外徑： 38002

53、 120.2 0.4101224boDmm 圓整：，基礎環厚度，考慮到腐蝕余量取6001400biboDmmDmm ，18mm，考慮到再沸器，裙座高度取 1.5m。地角螺栓直徑取 M30。5.55.5 吊柱吊柱對于較高的室內無框架的整體塔，在塔頂設置吊柱，對于補充和更換填料、安裝和拆卸內件，即經濟又方便的一項設施，一般取 15m 以上的塔物設吊柱，本設計中塔高度較小，因此不必設吊柱。5.65.6 人孔人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于進入任何一層塔板，由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難于達到要求，一般每隔 1020 塊塔板才設一個人孔，本塔

54、中共 15 塊板，需設置 1 個人孔，每個孔直徑為 450mm，在設置人孔處，板間距為 800mm，裙座上應開 1 個人孔，直徑為 450mm，人孔伸入塔內部應與塔內壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設計也是如此。化工原理課程設計吉林化工學院32第六章第六章 塔總體高度的設計塔總體高度的設計6.16.1 塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂第一層塔盤到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為 300mm，塔頂部空間高度為 600mm。6.26.2 塔的底部空間高度塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔

55、底下封頭切線的距離，釜液停留時間取 6min。裝料系數為 0.5，且。:2:1H d 塔底料液量：434.86 106 600.1750WSlL tm 塔底體積：30.17500.3500.50.5WWlVm22 0.611.22BHdm6.36.3 塔總體高度塔總體高度10.80.3 1.22 1.50.350.69.27mTiBHH NmHHHHHH頂桾封化工原理課程設計吉林化工學院33第七章第七章 附屬設備設計附屬設備設計7.17.1 冷凝器的選擇冷凝器的選擇有機物蒸氣冷凝器設計選用的總體傳熱系數一般范圍為2500 1500/kcalmhC 本設計取22700/2

56、926/KkcalmhCJmhC 出料液溫度：78.25（飽和氣）78.25（飽和液）冷卻水溫度：2035逆流操作：1258.2543.25tCtC , 121258.2543.2550.3858.25lnln43.25mtttCtt 傳熱面積：根據全塔熱量衡算，計算方法參見任務書 2 和 4，得Q=3360.375KJ/h。223.62mQAmK t設備型號：G500I1640。熱量衡算熱量衡算傳熱面積：根據全塔熱量衡算，塔頂全凝器的相關物性：時，78.32DtC13.31/pCKJkg k24.193/pCKJkg k1213.31 0.79824.1931 0.79823.49/pDpD

57、pDCCxCxKJkg k12696.05/,1660.33/rKJ kg rKJ kg121696.05 0.7982 1660.331 0.7982890.64/DDDrrxrxKJ kg 12146 0.7982 181 0.798240.35/DDDMMxMxkg kmol化工原理課程設計吉林化工學院34123.55/,4.21/ppCKJkg kCKJkg k進料帶入的熱量：FGPF FQF G t當時，82.97FtC3.324/,4.198/PAPBCKJkg kCKJkg k13.324 0.22084.1981 0.22084.01/PFPAFPBFCCxCxKJkg k 4

58、618146 0.7982 181 0.798240.35/FFFMxxkg kmol100041.35/24.18241.35 24.18 4.0182.97273.151.43 106/FFPF FFkmol hQFM CtKJ h回流帶入的熱量：RQ10.89 40.35439.41/1.71 106/GDRGPRDDDMkg hQRDCtKJ h塔頂蒸汽帶出的熱量： 1439.13.1793 13.49 351.47890.643.89 106/VGPDDDQDRCtrKJ h 殘液帶出的熱量：30.38 18546.78/546.78 4.2 273.1597.168.5 105/W

59、GPW WGWWQD CtWWMkg hQkg h則散失周圍的熱量：5%1 5%1.68 106/Q3.89 106 1.71 1062.18 106/605.56/LBBFRVWLBVWFRBVRQQQQQQQQQQQQQQKJ hQQKJ hKJs可取熱量衡算式：熱負荷計算：217.15mQAmK t設備型號：G500I1640。7.27.2進料泵的選擇進料泵的選擇：化工原理課程設計吉林化工學院3531000/ ,852.26/,0.220882.97,=0.3432,=0.4322FFFFkg hkg mxtCmpa smpa s醇水1 0.22080.2208=0.36mpa s醇水3

60、1.1731.173/0.014436002.54VFqmhm選管內流速u=2. 0m / s管內徑d=選碳鋼管,內徑 d=15mm181.5mmmm管內流速221.1731.84/3600 0.785 0.01536004Vqm sdu=40.015 1.84 852.26Re65339.940003.6 10du對于光滑管，當摩擦系數可由下式計算：5300010 ,eR 1640.31640.019865339.9eR123imC=6.0,=0.75 2 1 6=8.5 設料液面至加料孔為8 ，90彎頭兩個，截止閥一個。則有關管件的局部阻力系數是：管出口突然擴大1,